化工原理課程設(shè)計(jì)--常壓二元精餾塔的設(shè)計(jì)

1、<p>　　《化工原理B》課程設(shè)計(jì)</p><p>　　設(shè)計(jì)題目 常壓二元精餾塔的設(shè)計(jì) </p><p>　　專業(yè) 制藥工程 班級(jí) 制藥 </p><p>　　團(tuán)隊(duì)號(hào) F 指導(dǎo)教師 </p><p>

2、;　　設(shè)計(jì)日期 2013 年 6月 16 日至 2013 年 6 月 27 日</p><p>　　指導(dǎo)教師簽字： </p><p><b>　　目 錄</b></p><p>　　一 前言- 1 -</p><p>　　二 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書-

3、 2 -</p><p>　　2.1設(shè)計(jì)條件與主要任務(wù)- 2 -</p><p>　　2.1.2 物料條件：- 2 -</p><p>　　2.2設(shè)計(jì)其它要求- 3 -</p><p>　　三 設(shè)計(jì)計(jì)算- 3 -</p><p>　　3.1設(shè)計(jì)方案的選定- 3 -</p><p>　

4、　3.2 關(guān)于設(shè)計(jì)流程的說明及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集- 3 -</p><p>　　3.3精餾塔的物料衡算- 7 -</p><p>　　3.3.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率- 7 -</p><p>　　3.4 塔板數(shù)的確定- 8 -</p><p>　　3.4.1理論塔板數(shù)的確定- 8 -</p><p>

5、　　四 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算- 12 -</p><p>　　4.1操作壓力的計(jì)算- 12 -</p><p>　　4.1.1 塔頂操作壓力：- 12 -</p><p>　　4.1.2 進(jìn)料板壓力：- 12 -</p><p>　　4.1.3 塔底操作壓力：- 12 -</p><p>　

6、　4.1.4 精餾段平均壓力：- 12 -</p><p>　　4.2 操作溫度的計(jì)算- 13 -</p><p>　　4.3平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算- 14 -</p><p>　　4.3.2 進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算- 14 -</p><p>　　4.4 平均密度的計(jì)算- 15 -</p><p>　　4.4.

7、1 氣相平均密度計(jì)算- 15 -</p><p>　　由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，- 15 -</p><p>　　4.4.3 精餾段液相平均密度為- 16 -</p><p>　　4.5液體平均表面張力的計(jì)算- 16 -</p><p>　　4.5.4 精餾段液相平均表面張力為- 17 -</p><p>　　

8、4.6液體平均黏度的計(jì)算- 17 -</p><p>　　4.6.3 塔底液相平均黏度的計(jì)算- 18 -</p><p>　　五 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算- 18 -</p><p>　　5.1塔徑的計(jì)算- 18 -</p><p>　　5.1.1精餾段：- 19 -</p><p>　　5.1.2 提餾段

9、：- 20 -</p><p>　　5.2 精餾塔的有效高度的計(jì)算- 21 -</p><p>　　六 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算- 22 -</p><p>　　6.1溢流裝置計(jì)算 </p><p>　　6.1.1 溢流堰長：- 22 -</p><p>　　6.1.2 出口堰高- 22 -</p>

10、;<p>　　6.2塔板布置- 25 -</p><p>　　6.3.4 開孔區(qū)面積- 25 -</p><p>　　七 篩板的流體力學(xué)計(jì)算- 26 -</p><p>　　7.1 精餾段- 26 -</p><p>　　7.1.1塔板壓降的計(jì)算- 26 -</p><p>　　7.1.2液面

11、落差- 28 -</p><p>　　7.1.3液沫夾帶- 28 -</p><p>　　7.1.4漏液- 28 -</p><p>　　7.1.5液泛- 28 -</p><p>　　7.2 提餾段- 29 -</p><p>　　7.2.1塔板壓降的計(jì)算- 29 -</p><p&g

12、t;　　7.2.3液沫夾帶- 31 -</p><p>　　7.2.4 漏液- 31 -</p><p>　　7.2.5 液泛- 31 -</p><p>　　八 塔板負(fù)荷性能圖的繪制- 32 -</p><p>　　8.1 精餾段- 32 -</p><p>　　8.1.1漏液線- 32 -</p

13、><p>　　8.1.3液相負(fù)荷下限線- 33 -</p><p>　　8.1.4液相負(fù)荷上限線- 34 -</p><p>　　8.1.5液泛線- 34 -</p><p>　　8.1.6精餾段各個(gè)參數(shù)匯總- 36 -</p><p>　　8.2 提餾段- 37 -</p><p>　　

14、8.2.1漏液線- 37 -</p><p>　　8.2.2液沫夾帶線- 38 -</p><p>　　8.2.3液相負(fù)荷下限線- 38 -</p><p>　　8.2.4液相負(fù)荷上限線- 39 -</p><p>　　8.2.5液泛線- 39 -</p><p>　　8.2.6負(fù)荷性能圖的繪制- 40 -

15、</p><p>　　8.2.7提餾段各個(gè)參數(shù)匯總- 41 -</p><p>　　九 塔頂冷凝器的冷凝熱和塔釜再沸器的汽化熱- 42 -</p><p>　　9.1冷凝器- 42 -</p><p>　　9.2 再沸器- 43 -</p><p>　　十 對(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)價(jià)及某些問題的討論- 43 -<

16、;/p><p>　　10.1 對(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)價(jià)- 43 -</p><p>　　10.1.1 漏液- 44 -</p><p>　　10.1.4 流型- 44 -</p><p>　　10.1.7 塔板效率的影響因素- 44 -</p><p>　　10.2 設(shè)計(jì)中存在的問題及討論- 45 -</p>

17、<p>　　10.2.1 漏液驗(yàn)證時(shí)出現(xiàn)的錯(cuò)誤- 45 -</p><p>　　10.2.2 汽化潛熱的問題- 45 -</p><p>　　10.2.3 繪圖問題- 45 -</p><p>　　十一 附錄- 45 -</p><p>　　11.1 精餾塔的工藝條件簡圖- 45 -</p><p&

18、gt;　　11.2 精餾系統(tǒng)的物料流程圖- 45 -</p><p>　　11.3 逐板法求理論塔板數(shù)的excel計(jì)算數(shù)據(jù)- 45 -</p><p>　　十二 參考文獻(xiàn)- 46 -</p><p>　　十三 致謝- 46 -</p><p><b>　　一 前言</b></p><p&

19、gt;　　化工原理課程設(shè)計(jì)是綜合運(yùn)用《化工原理》課程和有關(guān)先修課程（《物理化學(xué)》，《化工制圖》等）所學(xué)知識(shí)，完成一個(gè)單元設(shè)備設(shè)計(jì)為主的一次性實(shí)踐教學(xué)，是理論聯(lián)系實(shí)際的橋梁，在整個(gè)教學(xué)中起著培養(yǎng)學(xué)生能力的重要作用。通過課程設(shè)計(jì)，要求更加熟悉工程設(shè)計(jì)的基本內(nèi)容，掌握化工單元操作設(shè)計(jì)的主要程序及方法，鍛煉和提高學(xué)生綜合運(yùn)用理論知識(shí)和技能的能力，問題分析能力，思考問題能力，計(jì)算能力等。</p><p>　　化工生產(chǎn)中所處

20、理的原料，中間產(chǎn)物，粗產(chǎn)品幾乎都是由若干組分組成的混合物，而且其中大部分都是均相物質(zhì)。生產(chǎn)中為了滿足儲(chǔ)存，運(yùn)輸，加工和使用的需求，時(shí)常需要將這些混合物分離為較純凈或幾乎純態(tài)的物質(zhì)。芳香族化合物是化工生產(chǎn)中的重要的原材料，而苯和甲苯是各有其重要作用。苯是化工工業(yè)和醫(yī)藥工業(yè)的重要基本原料，分子式，分子量78.11，相對(duì)密度(20℃)。沸點(diǎn)80.1℃在常溫常壓下是無色透明的液體，并具強(qiáng)烈的特殊芳香氣味，有毒。苯遇熱、明火易燃燒、爆炸。常態(tài)下，

21、苯的蒸氣密度為2.77，蒸氣壓13.33kPa(26.1 ℃)?？捎脕碇苽淙玖?，樹脂，農(nóng)藥，合成藥物，合成橡膠，合成纖維和洗滌劑等等；甲苯不僅是有機(jī)化工合成的優(yōu)良溶劑，而且可以合成異氰酸酯，甲酚等化工產(chǎn)品，其分子式，分子量92.14，相對(duì)密度(20℃)。沸點(diǎn)110.63℃。在常溫下呈液體狀，無色、易燃?？梢杂脕碇圃烊趸妆?，苯甲酸，對(duì)苯二甲酸，防腐劑，泡沫塑料，合成纖維等。 </p><p>　　精餾是分離液體

22、混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量劑驅(qū)動(dòng)下（有時(shí)加質(zhì)量劑），使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分的揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求，精餾操作可以是連續(xù)的或間歇的，有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法進(jìn)行分離。本設(shè)計(jì)的題目是苯-甲苯連續(xù)精餾浮閥塔

23、的設(shè)計(jì)，即需設(shè)計(jì)一個(gè)精餾塔用來分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯，采用連續(xù)操作方式，需設(shè)計(jì)一浮閥塔將其分離。</p><p>　　二 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書</p><p>　　2.1設(shè)計(jì)條件與主要任務(wù)</p><p>　　2.1.1 工藝條件：</p><p>　　體系為苯—甲苯混合物，采用常壓操作連續(xù)精餾流程，篩板塔，總板效率=0.5；&l

24、t;/p><p>　　2.1.2 物料條件：</p><p>　　冷液進(jìn)料，含量（苯的摩爾分率，下同），自選適當(dāng)?shù)倪M(jìn)料壓力。</p><p>　　塔頂采用全凝器，冷凝液在泡點(diǎn)下部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送儲(chǔ)罐；</p><p>　　塔釜采用間接蒸汽加熱，塔釜產(chǎn)品冷卻后送儲(chǔ)罐。</p><p>　　2.1.3

25、 操作條件：</p><p>　　操作壓力：塔頂表壓4kPa；實(shí)際單板壓降≤0.8kPa；</p><p>　　原料處理量F、進(jìn)料溫度及操作回流比R見表1。</p><p><b>　　1.4 分離要求：</b></p><p>　　塔頂產(chǎn)品，塔釜產(chǎn)品。</p><p><b>　　表1

26、設(shè)計(jì)方案組合</b></p><p>　　你的團(tuán)隊(duì)號(hào)： F </p><p><b>　　2.2設(shè)計(jì)其它要求</b></p><p>　　其它要求詳見《化工原理課程設(shè)計(jì)指導(dǎo)書》。</p><p><b>　　三 設(shè)計(jì)計(jì)算</b></p>&

27、lt;p>　　3.1設(shè)計(jì)方案的選定</p><p>　　本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯一甲苯混合物。冷液進(jìn)料，含量，自選適當(dāng)?shù)倪M(jìn)料壓力；塔頂采用全凝器，冷凝液在泡點(diǎn)下部分回流至塔內(nèi)，其余部分產(chǎn)品冷卻器冷卻后送儲(chǔ)罐；塔釜采用間接蒸汽加熱，塔釜產(chǎn)品冷卻后送儲(chǔ)罐。分離要求：塔頂產(chǎn)品，塔釜產(chǎn)品。</p><p>　　3.2 關(guān)于設(shè)計(jì)流程的說明及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集</p><p>　　

28、對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。精餾裝置包括精餾塔，原料預(yù)熱器，再沸器，冷凝器。釜液冷卻器和產(chǎn)品冷凝器等設(shè)備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分汽化與與部分冷凝器進(jìn)行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，為此，在確定流程裝置時(shí)應(yīng)考慮余熱的利用，注意節(jié)能。另外，為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波動(dòng)的影響。塔頂冷凝裝置根據(jù)生產(chǎn)狀況采用全凝

29、器，以便于準(zhǔn)確地控制回流比。若后繼裝置使用氣態(tài)物料，則宜用全分凝器?？偠灾_定流程時(shí)要較全面，合理的兼顧設(shè)備，操作費(fèi)用操作控制及安全因素。 </p><p>　　塔設(shè)備一般分為級(jí)間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。一般與填料塔相比，板式塔具有效率高、處理量大、重量輕及便于檢修等特點(diǎn)，但其結(jié)構(gòu)較復(fù)雜，阻力降較大。在各種塔型中，當(dāng)前應(yīng)用最廣泛的是篩板塔和浮閥塔。</p>

30、<p><b>　　浮閥塔的特點(diǎn)：</b></p><p>　　1．生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn)能力比泡罩塔板大 20%～40%，與篩板塔接近。 </p><p>　　2．操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負(fù)荷波動(dòng)范圍比篩板塔，泡罩塔都大。 </p><p

31、>　　3．塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時(shí)間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 </p><p>　　4．氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時(shí)阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。 </p><p>　　5．塔的造價(jià)較低，浮閥塔的造價(jià)是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 50%～80%，但是比篩板塔高 20%～30%。 </p><p>

32、　　但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上），所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥造價(jià)昂貴，推廣受到一定限制。隨著科學(xué)技術(shù)的不斷發(fā)展，各種新型填料，高效率塔板的不斷被研制出來，浮閥塔的推廣并不是越來越廣。 </p><p>　　下圖是浮閥的簡略圖：</p><p>　　圖1 浮閥（F1型） 圖2 浮閥（a）V

33、-4型，（b）T型</p><p>　　精餾的工藝流程圖的確定</p><p>　　圖3精餾的工藝流程圖的確定</p><p>　　表1 苯和甲苯的物理性質(zhì)</p><p>　　表2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓</p><p>　　表3 常溫下苯—甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)</p><p>　　表4 純

34、組分的表面張力</p><p>　　表5 組分的液相密度</p><p><b>　　表6 液體粘度</b></p><p>　　表7常壓下苯——甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)</p><p>　　3.3精餾塔的物料衡算</p><p>　　3.3.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率</p>

35、<p><b>　　物料衡算式:</b></p><p>　　物料衡算示意圖： </p><p>　　圖2已知：，（取0.99)，（取0.01），F(xiàn)=180 Kmol/h</p><p>　　解得： D=53.27Kmol/h W=126.73Kmol/h</p><p>　　精餾

36、塔的物料衡算表 </p><p>　　3.4 塔板數(shù)的確定</p><p>　　3.4.1理論塔板數(shù)的確定</p><p>　?。?）由《化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)》查得</p><p>　　利用芬斯克方程求得精餾段最少理論塔板數(shù)：</p><p><b>　　塊</b></p><

37、p>　　∴精餾段實(shí)際最少塔板數(shù)為： =</p><p><b>　　又∵ （絕壓）</b></p><p>　　∴實(shí)際單板壓降 </p><p><b>　　∴進(jìn)料板壓力 </b></p><p><b>　　∵</b></p><p>

38、　　∴本次設(shè)計(jì)的設(shè)計(jì)壓力為124kPa，由手冊(cè)查得苯—甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，時(shí)，該二元體系的絕點(diǎn)溫度℃。</p><p>　　由物性手冊(cè)可查的苯、甲苯的汽化潛熱：</p><p><b>　　∴ =</b></p><p><b>　　=℃</b></p><p>　　由物性手冊(cè)查得苯、甲苯的定壓

39、比熱容（）：</p><p><b>　　所以</b></p><p><b>　　即q線方程：y=</b></p><p>　?。?）最小回流比的求取</p><p>　　通常操作回流比可取最小回流比的1.1~2倍，即，本設(shè)計(jì)中取R=3.4</p><p>　?。?）求精餾

40、塔的氣液相負(fù)荷</p><p><b>　　（4）求操作線方程</b></p><p><b>　　精餾段操作線方程：</b></p><p>　　提餾段操作線方程： </p><p>　　∴提餾段的操作線方程為：</p><p>　　聯(lián)立精餾，提餾段操作線方程得交點(diǎn)橫坐標(biāo)&

41、lt;/p><p><b>　　逐板法求理論板數(shù)</b></p><p>　?、倬s段的理論塔板數(shù)：</p><p>　　相平衡方程 即 （α=2.41）</p><p>　　變形得： （a)</p><p>　　精餾段的操作線方程： (b)</p><p>

42、　　由上而下逐板計(jì)算，自開始到首次越過時(shí)止。</p><p>　　操作線上的點(diǎn) 平衡線上的點(diǎn) </p><p>　　當(dāng)時(shí)首次出現(xiàn)故第9塊板為加料板，精餾段共有8塊理論板。</p><p>　?、诰s段的理論塔板數(shù)：</p><p>　　已知，由上而下計(jì)算，直到首次越過時(shí)止。</p>

43、<p>　　平衡線方程： (a)</p><p>　　提餾段操作線方程： (c)</p><p>　　操作線上的點(diǎn) 平衡線上的點(diǎn) 　 當(dāng)時(shí)首次出現(xiàn)，故理論板數(shù)不足18塊。</p><p><b>　　總的理論板數(shù)</b></p><p&

44、gt;　　因蒸餾釜相當(dāng)于一塊理論板，故總的理論板數(shù)為16.43塊，其中8.43塊為提餾段理論塔板數(shù)，8塊為精餾段理論塔板數(shù)。</p><p>　?。?）實(shí)際塔板數(shù)的求取</p><p>　　精餾段：N 精=（NF-1）/ET </p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　四 精餾塔的工藝條件及有關(guān)

45、物性數(shù)據(jù)的計(jì)算</p><p>　　4.1操作壓力的計(jì)算</p><p>　　4.1.1 塔頂操作壓力： </p><p><b>　　每層塔板壓降： </b></p><p>　　4.1.2 進(jìn)料板壓力：</p><p>　　4.1.3 塔底操作壓力：</p><p>　

46、　4.1.4 精餾段平均壓力： </p><p><b>　　提餾段平均壓力：</b></p><p>　　4.2 操作溫度的計(jì)算</p><p>　　依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸汽壓由安托因（Antoine）方程計(jì)算，計(jì)算過程略。 </p><p><b>　　安托因

47、方程： </b></p><p>　　lgP0=A-B/(t+C) </p><p>　　由物性手冊(cè)查得苯（A）—甲苯（B）理想物系。二者的安托因方程分別為： </p><p>　　lgP0=6.906－1211/(t+220.8) （a） </p><p>　　lgP0=6.955－1345/(t+219.5) （b） <

48、/p><p>　　經(jīng)過幾次試差后，計(jì)算結(jié)果如下： </p><p><b>　　塔頂溫度： ℃ </b></p><p><b>　　塔頂溫度：℃ </b></p><p>　　精餾段平均溫度： =（+）℃ </p><p>　　提餾段平均溫度： =（+）℃ </p>

49、<p>　　4.3平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算</p><p>　　4.3.1塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由,代入相平衡方程得</p><p>　　4.3.2 進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 </p><p>　　由上面理論板的算法，得， =0.321</p><p>　　4.3.3 塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算</p><

50、;p><b>　　由,得</b></p><p>　　4.3.4精餾段平均摩爾質(zhì)量 </p><p>　　5)提餾段平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　4.4 平均密度的計(jì)算</p><p>　　4.4.1 氣相平均密度計(jì)算 </p><p>　　由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，</p>

51、<p>　　精餾段的平均氣相密度： </p><p>　　提餾段的平均氣相密度：</p><p>　　4.4.2 液相平均密度計(jì)算 </p><p>　?、偎斠合嗥骄芏鹊挠?jì)算</p><p>　　由＝81.5℃，查物性手冊(cè)得 </p><p>　?、谶M(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算 由＝9

52、3.665℃，查物性手冊(cè)得 </p><p>　　進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率 求得</p><p>　　③塔底液相平均密度的計(jì)算</p><p>　　由＝119.65℃，查物性手冊(cè)得 </p><p>　　4.4.3 精餾段液相平均密度為 </p><p>　　4.4.4精餾段液相平均密度為

53、 </p><p>　　4.5液體平均表面張力的計(jì)算</p><p>　　由公式：及查物性手冊(cè)可以計(jì)算液體表面張力</p><p>　　4.5.1 塔頂液相平均表面張力的計(jì)算 由 ＝81.5℃，查物性手冊(cè)得 </p><p>　　4.5.2 進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算 </p><p>　　由＝70

54、℃，查物性手冊(cè)得 </p><p>　　4.5.3 塔底液相平均表面張力的計(jì)算 由 ＝119.65℃，查物性手冊(cè)得 </p><p>　　4.5.4 精餾段液相平均表面張力為 </p><p>　　4.5.5提餾段液相平均表面張力為 </p><p>　　4.6液體平均黏度的計(jì)算</p><p>　　

55、由公式：及物性手冊(cè)可以計(jì)算液體黏度</p><p>　　4.6.1 塔頂液相平均黏度的計(jì)算</p><p>　　由 =81.5℃，查物性手冊(cè)得 </p><p>　　4.6.2 進(jìn)料板液相平均黏度的計(jì)算</p><p>　　由＝70℃，查物性手冊(cè)得 </p><p>　　4.6.3 塔底液相平均黏度的計(jì)算<

56、;/p><p>　　由 ℃，查物性手冊(cè)得 </p><p>　　4.6.4精餾段液相平均黏度為： </p><p>　　4.6.5 提餾段液相平均黏度為： </p><p><b>　　4.7氣液負(fù)荷計(jì)算</b></p><p>　　精餾段氣、液相體積流率分別為： </p><p

57、>　　提餾段的氣、液相體積流率分別為： </p><p>　　五 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 </p><p><b>　　5.1塔徑的計(jì)算</b></p><p>　　塔板間距HT的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關(guān)?？蓞⒄障卤硭窘?jīng)驗(yàn)關(guān)系選取。</p><p&g

58、t;　　表8 板間距與塔徑關(guān)系</p><p><b>　　5.1.1精餾段：</b></p><p><b>　　圖的橫坐標(biāo)為：</b></p><p>　　初選板間距，取板上液層高度，</p><p><b>　　故；</b></p><p>&l

59、t;b>　　圖3：史密斯關(guān)聯(lián)圖</b></p><p>　　查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得C20 = 0.078 </p><p>　　取安全系數(shù)為0.7，則空塔系數(shù)為： </p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D＝1.6m </p><p><b>　　塔截面積為： </b></p><p&

60、gt;<b>　　實(shí)際空塔氣速為: </b></p><p>　　5.1.2 提餾段：</p><p><b>　　圖的橫坐標(biāo)為：</b></p><p>　　取板間距HT=0.45m，板上液層高度hL=0.06m ，則 </p><p>　　HT－h(huán)L= 0.45－0.06 = 0.39m <

61、;/p><p>　　由Smith 關(guān)聯(lián)圖查得： C20 = 0.079 </p><p>　　取安全系數(shù)為0.7，則空塔系數(shù)為： </p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D＝2.0m </p><p><b>　　塔截面積為： </b></p><p><b>　　實(shí)際空塔氣速為: <

62、;/b></p><p>　　將精餾段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑不一致，根據(jù)塔徑的選擇規(guī)定，對(duì)于相差不大的二塔徑取二者中較大的，因此在設(shè)計(jì)塔的時(shí)候塔徑取2.0m。</p><p>　　5.2 精餾塔的有效高度的計(jì)算 </p><p>　　精餾段有效高度為： </p><p>　　提餾段有效高度為： </p><

63、p>　　六 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算</p><p>　　6.1溢流裝置計(jì)算 因塔徑D＝2m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對(duì)塔體各項(xiàng)計(jì)算如下： </p><p>　　6.1.1 溢流堰長：</p><p>　　單溢流區(qū)lW=（0.6～0.8）D，取堰長=0.60D=0.60×2=1.2m</p><p>

64、　　6.1.2 出口堰高</p><p><b>　?。?lt;/b></p><p>　　選用平直堰，堰上液層高度hOW 由下式計(jì)算：</p><p><b>　　， </b></p><p>　　查液流收縮系數(shù)計(jì)算圖可以得到液流收縮系數(shù)E。</p><p>　　圖11：液流收縮

65、系數(shù)計(jì)算圖</p><p>　　E近似等于1,則取E=1</p><p>　　取板上清液層高度hL=0.06m </p><p><b>　　故 </b></p><p>　　6.1.3 降液管的寬度與降液管的面積：</p><p>　　由查弓形降液管的寬度與面積圖可得</p>&

66、lt;p>　　圖12：弓形降液管的寬度與面積</p><p><b>　　，</b></p><p><b>　　故 ，</b></p><p>　　利用計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，</p><p>　　即（大于5s，符合要求）</p><p>　　6

67、.1.4 降液管底隙高度：</p><p>　　取液體通過降液管底隙的流速（0.07---0.25m/s）</p><p><b>　　依式，得</b></p><p>　　滿足條件，故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理</p><p><b>　　6.1.5 受液盤</b></p><p&

68、gt;　　采用平行形受液盤，不設(shè)進(jìn)堰口，深度為46mm。</p><p><b>　　6.2塔板布置 </b></p><p>　　6.2.1 塔板的分塊 因2000≥D≥1800mm，故塔板采用分塊式。查下表</p><p>　　所以。塔極分為5塊。</p><p>　　6.2.2 取邊緣區(qū)寬度</p>

69、<p>　　由于小塔邊緣區(qū)寬度取</p><p>　　6.2.3 安定區(qū)寬度</p><p>　　由于D=2m故（溢流堰前）?。ㄒ缌餮吆螅?lt;/p><p>　　6.3.4 開孔區(qū)面積</p><p><b>　　用計(jì)算開空區(qū)面積</b></p><p>　　由得：Wd=0.11*2=0

70、.22</p><p><b>　　，</b></p><p><b>　　解得：</b></p><p>　　6.2.5篩孔數(shù)與開孔率：</p><p><b>　　取閥孔動(dòng)能因子</b></p><p><b>　　孔速 </b>

71、;</p><p><b>　　每層塔板上的浮閥數(shù)</b></p><p>　　浮閥排列方式采用等腰三角形叉排,取同一橫排的孔心距t=0.076m,則排間距</p><p>　　考慮到塔的直徑較大,必須采用分塊式塔板,而各分塊板的支撐與銜接也要占去溢部分鼓泡區(qū)面積,因此排間距不宜選用147mm而應(yīng)小于此值,故取,按,按</p>&

72、lt;p>　　七 篩板的流體力學(xué)計(jì)算</p><p><b>　　7.1 精餾段</b></p><p>　　7.1.1塔板壓降的計(jì)算</p><p><b>　?、俑砂遄枇τ?jì)算</b></p><p>　　干板阻力計(jì)算，由公式進(jìn)行計(jì)算：</p><p>　　其中由

73、 查圖1-4可得</p><p>　　圖13干篩孔的流量系數(shù)</p><p>　　②氣體通過液層的阻力的計(jì)算</p><p>　　氣體通過液層的阻力由下式計(jì)算，即：</p><p>　　β值 可通過查圖14 充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖</p><p>　　圖14 充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖</p><p><b&

74、gt;　　得</b></p><p>　?、垡后w表面張力的阻力計(jì)算</p><p>　　液體表面張力的阻力計(jì)算公式如下，即：</p><p>　　氣體通過每層塔板的液柱高度可按下式計(jì)算，即：</p><p><b>　?。ㄔO(shè)計(jì)允許值）</b></p><p><b>　　7.

75、1.2液面落差</b></p><p>　　對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本次設(shè)計(jì)的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。</p><p><b>　　7.1.3液沫夾帶</b></p><p>　　液沫夾帶由下式進(jìn)行計(jì)算，即</p><p>　　故本次設(shè)計(jì)液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。</p>

76、<p><b>　　7.1.4漏液</b></p><p>　　對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速可按下式進(jìn)行計(jì)算，即：</p><p><b>　　實(shí)際孔速 </b></p><p><b>　　溫度系數(shù)為 </b></p><p>　　故在本次設(shè)計(jì)中無明顯漏液現(xiàn)象。<

77、/p><p><b>　　7.1.5液泛</b></p><p>　　為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)層液高應(yīng)服從下式的關(guān)系，即：</p><p>　　苯-甲苯物系屬一般物系，取 ，則</p><p>　　而，板上不設(shè)進(jìn)口堰，可由下式進(jìn)行計(jì)算：</p><p>　　故在本次設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。<

78、/p><p><b>　　7.2 提餾段</b></p><p>　　7.2.1塔板壓降的計(jì)算</p><p><b>　　①干板阻力計(jì)算</b></p><p>　　干板阻力計(jì)算，由公式進(jìn)行計(jì)算：</p><p>　　其中由 查圖1-4可得</p><p&

79、gt;　　圖4-4干篩孔的流量系數(shù)</p><p>　　②氣體通過液層的阻力的計(jì)算</p><p>　　氣體通過液層的阻力由下式計(jì)算，即：</p><p>　　β值 可通過查圖1-5 充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖</p><p><b>　　得</b></p><p>　?、垡后w表面張力的阻力計(jì)算</p&

80、gt;<p>　　液體表面張力的阻力計(jì)算公式如下，即：</p><p>　　氣體通過每層塔板的液柱高度可按下式計(jì)算，即：</p><p><b>　?。ㄔO(shè)計(jì)允許值） </b></p><p><b>　　7.2.2液面落差</b></p><p>　　對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本次設(shè)

81、計(jì)的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。</p><p><b>　　7.2.3液沫夾帶</b></p><p>　　液沫夾帶由下式進(jìn)行計(jì)算，即</p><p><b>　　則：</b></p><p>　　故本次設(shè)計(jì)液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。</p><p><

82、b>　　7.2.4 漏液</b></p><p>　　對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速可按下式進(jìn)行計(jì)算，即：</p><p><b>　　實(shí)際孔速 </b></p><p><b>　　溫度系數(shù)為 </b></p><p>　　故在本次設(shè)計(jì)中無明顯漏液現(xiàn)象。</p><

83、p><b>　　7.2.5 液泛</b></p><p>　　為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)層液高應(yīng)服從下式的關(guān)系，即：</p><p>　　苯-甲苯物系屬一般物系，取 ，則</p><p>　　而，板上不設(shè)進(jìn)口堰，可由下式進(jìn)行計(jì)算：</p><p>　　故在本次設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。</p><

84、;p>　　八 塔板負(fù)荷性能圖的繪制</p><p><b>　　8.1 精餾段</b></p><p><b>　　8.1.1漏液線</b></p><p><b>　　由</b></p><p><b>　　得整理得</b></p>

85、<p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于表4-3</p><p><b>　　表4-3</b></p><p>　　由上表數(shù)據(jù)即可做出漏液線。</p><p>　　8.1.2液沫夾帶線</p><p>　　以為限，求關(guān)系如下：</p><p><b>

86、;　　由</b></p><p><b>　　其中</b></p><p><b>　　整理得</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果利于表4-4</p><p><b>　　表4-4</b></p><p

87、>　　以上數(shù)據(jù)即可做出液沫夾帶線2。</p><p>　　8.1.3液相負(fù)荷下限線</p><p>　　對(duì)于平直堰，取堰上液層高度m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由下式進(jìn)行計(jì)算：</p><p>　　據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。</p><p>　　8.1.4液相負(fù)荷上限線</p><p>　　作為液

88、體在降液管中停留時(shí)間的下限，由下式可進(jìn)行計(jì)算：</p><p><b>　　故</b></p><p>　　據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。</p><p><b>　　8.1.5液泛線</b></p><p><b>　　由 </b></p&g

89、t;<p><b>　　聯(lián)立得 </b></p><p>　　忽略，將的關(guān)系式帶入上式，并整理得：</p><p>　　式中 </p><p>　　將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得</p><p><b>　　故 </b></p><p>

90、<b>　　整理得 </b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于表4-5</p><p><b>　　表4-5</b></p><p>　　由上表數(shù)據(jù)可作出液泛線5。</p><p>　　據(jù)以上各線數(shù)據(jù)，可作篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖4-6</p&g

91、t;<p>　　圖4-6 精餾段篩板負(fù)荷性能圖</p><p>　　在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖8.1可得知，</p><p><b>　　故操作彈性為</b></p><p>　　(5)　　　　　　(1)　　　　　　　　　　　</p>

92、;<p>　　8.1.6精餾段各個(gè)參數(shù)匯總</p><p><b>　　8.2 提餾段</b></p><p><b>　　8.2.1漏液線</b></p><p><b>　　由</b></p><p><b>　　得整理得</b><

93、/p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于表5-1</p><p><b>　　表5-1</b></p><p>　　由上表數(shù)據(jù)即可做出漏液線。</p><p>　　8.2.2液沫夾帶線</p><p>　　以為限，求關(guān)系如下：</p><p>&

94、lt;b>　　由</b></p><p><b>　　其中</b></p><p><b>　　=0.0452</b></p><p><b>　　整理得</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果利于表8.2</p&

95、gt;<p><b>　　表5-2</b></p><p>　　以上數(shù)據(jù)即可做出液沫夾帶線2。</p><p>　　8.2.3液相負(fù)荷下限線</p><p>　　對(duì)于平直堰，取堰上液層高度m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由下式進(jìn)行計(jì)算：</p><p>　　據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。</

96、p><p>　　8.2.4液相負(fù)荷上限線</p><p>　　作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，由下式可進(jìn)行計(jì)算：</p><p><b>　　故</b></p><p>　　據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。</p><p><b>　　8.2.5液泛線</b>&

97、lt;/p><p><b>　　由 </b></p><p><b>　　聯(lián)立得 </b></p><p>　　忽略，將的關(guān)系式帶入上式，并整理得：</p><p>　　式中 </p><p>　　將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得</p><

98、;p><b>　　故 </b></p><p><b>　　整理得 </b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于表8.3</p><p><b>　　表5-3</b></p><p>　　由上表數(shù)據(jù)可作出液泛線5。

99、</p><p>　　8.2.6負(fù)荷性能圖的繪制</p><p>　　根據(jù)以上各線數(shù)據(jù)，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖8-1</p><p>　　圖8-1 提餾段篩板負(fù)荷性能圖</p><p>　　在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖8.1可得知，</p>

100、;<p><b>　　故操作彈性為</b></p><p>　　(5) (1)</p><p>　　8.2.7提餾段各個(gè)參數(shù)匯總</p><p>　　九 塔頂冷凝器的冷凝熱和塔釜再沸器的汽化熱</p><p><b>　　9.1冷凝器</b></p><

101、p>　　塔頂溫度 冷凝水℃ ℃</p><p><b>　　則△=℃</b></p><p><b>　　△℃</b></p><p><b>　　℃</b></p><p>　　由℃ 查物性數(shù)據(jù)表，得</p><p><b>　　又氣體

102、流量</b></p><p><b>　　塔頂被冷凝量</b></p><p><b>　　冷凝的熱量</b></p><p><b>　　取傳熱系數(shù)</b></p><p><b>　　則傳熱面積</b></p><p&g

103、t;<b>　　冷凝水流量</b></p><p><b>　　9.2 再沸器</b></p><p>　　塔底溫度℃ 用℃的蒸汽，釜液出口溫度℃</p><p><b>　　則℃</b></p><p><b>　　℃</b></p>&l

104、t;p><b>　　℃</b></p><p>　　由℃，根據(jù)內(nèi)插法算的</p><p>　　又氣體流量 提餾段密度</p><p><b>　　則塔底被蒸發(fā)量</b></p><p><b>　　再沸器的蒸發(fā)熱</b></p><p><b

105、>　　取傳熱系數(shù)</b></p><p><b>　　則傳熱面積</b></p><p>　　加熱蒸汽的質(zhì)量流量：</p><p>　　十 對(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)價(jià)及某些問題的討論</p><p>　　10.1 對(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)價(jià)</p><p>　　通過這次課程設(shè)計(jì)讓我明白兩點(diǎn)：細(xì)心與合作

106、，通過本次設(shè)計(jì)，我也初步體驗(yàn)了課程設(shè)計(jì)的艱難，當(dāng)然，還有點(diǎn)點(diǎn)樂趣與成就感，為以后的課程設(shè)計(jì)專業(yè)課做好了初步的心理準(zhǔn)備，也算是大致達(dá)到了這次設(shè)計(jì)的目的。</p><p>　　10.1.1 漏液 </p><p>　　如果液流量過小會(huì)發(fā)生漏液現(xiàn)象，因此要求穩(wěn)定系數(shù)K=u0/ u0min＞1.5。本設(shè)計(jì)中精餾段；提餾段。均符合要求，所以在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生漏液現(xiàn)象。</p><

107、p>　　10.1.2 液泛 </p><p>　　塔徑一定時(shí)，兩相之一流量增大到使降管內(nèi)的液體不能暢順下流時(shí)，會(huì)出現(xiàn)液泛現(xiàn)象，使板效率下降，塔板壓力降對(duì)液泛有直接影響，要求溢流堰頂頭液頭how＞6mm。 </p><p>　　本設(shè)計(jì)中精餾段how=0.0148m， 所以不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象 </p><p>　　10.1.3 液體停留時(shí)間 </p>

108、<p>　　如果停留時(shí)間過短，液沫夾帶嚴(yán)重，因此要求最小停留時(shí)間為5S 求設(shè)計(jì)中精餾段最小停留時(shí)間為13.78S，符合要求。 </p><p>　　降液管內(nèi)液面高，降液管內(nèi)實(shí)際液面高應(yīng)小于板間距與出口堰高之和，經(jīng)驗(yàn)值為降液管內(nèi)泡沫高/板距＜1，本設(shè)計(jì)中均都符合。 </p><p>　　10.1.4 流型 </p><p>　　本次設(shè)計(jì)采用的是單溢流型，液體

109、通過板從一側(cè)流到另一側(cè)降液管中到下一板，在下層板反向流到另一側(cè)，結(jié)構(gòu)簡單，操作方便，流徑大，有利于提高板效率。 </p><p>　　10.1.5 板距與塔高 </p><p>　　塔高降低，設(shè)備費(fèi)降低，所以應(yīng)減小板間距，就要降低氣速，避免液泛，相應(yīng)地提高塔徑彌補(bǔ)。 </p><p>　　10.1.6 回流比的影響 </p><p>　　回流

110、比增大，理論板數(shù)減小，設(shè)備費(fèi)降低，但也有不利的一面，回流比增大，回流量和上升的蒸汽量都增加，從而增加了再沸器的負(fù)荷和冷凝器的負(fù)荷，這就使操作費(fèi)，能耗增大。 </p><p>　　10.1.7 塔板效率的影響因素 </p><p>　　氣液兩相的物理性質(zhì)：主要是擴(kuò)散系數(shù)，表面張力，相對(duì)揮發(fā)度，粘度和密度等。其中流相密度和相對(duì)揮發(fā)度影響很大。 </p><p>　　10

111、.1.8 換熱器的選擇 </p><p>　　選用列管式換熱器，主要考慮造價(jià)便宜且效率高。 </p><p>　　10.1.9傳熱介質(zhì)的選擇 </p><p>　　用水和飽和水蒸氣進(jìn)行換熱，主要考慮經(jīng)濟(jì)而且水的比熱大傳熱效率高。 </p><p>　　10.2 設(shè)計(jì)中存在的問題及討論</p><p>　　10.2.1

112、漏液驗(yàn)證時(shí)出現(xiàn)的錯(cuò)誤</p><p>　　由于Ws取值偏小，導(dǎo)致漏液驗(yàn)證過程中出現(xiàn)漏液的情況，經(jīng)過修改與嘗試，最終確定了合適的Ws。</p><p>　　10.2.2 汽化潛熱的問題</p><p>　　再沸釜汽化潛熱的計(jì)算中，由于甲苯在119.65℃時(shí)的汽化潛熱無從查得，所以采用了試差法計(jì)算汽化潛熱</p><p>　　10.2.3 繪圖問

113、題</p><p>　　繪圖時(shí)比例的控制、整體布局的布置等都出現(xiàn)了大大小小的問題，如所留空間不足、流程圖偏于一角等問題。后經(jīng)過完善所的作品還算滿意</p><p><b>　　十一 附錄</b></p><p>　　11.1 精餾塔的工藝條件簡圖</p><p>　　11.2 精餾系統(tǒng)的物料流程圖</p>

114、<p>　　11.3 逐板法求理論塔板數(shù)的excel計(jì)算數(shù)據(jù)</p><p><b>　　十二 參考文獻(xiàn) </b></p><p>　　1. 管國鋒，趙汝溥.化工原理[M].第三版.北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2008 </p><p>　　2. 匡國柱，史啟才.化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計(jì)（第二版）[M].北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2007

115、.10 </p><p>　　3. 賈紹義，柴誠敬.化工原理課程設(shè)計(jì)[M].天津：天津大學(xué)出版社，2002.8 </p><p>　　4. 時(shí)鈞等.化學(xué)工程手冊(cè)[M].第二版.北京：化學(xué)工業(yè)出版社，1996 </p><p>　　5. 劉光啟，馬連湘，劉杰.化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)（有機(jī)卷）[M].北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2002 </p><p>

116、;　　6. 劉光啟，馬連湘，劉杰.化工物性算圖手冊(cè)[M].北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2002 </p><p>　　7. 王松漢.石油化工設(shè)計(jì)手冊(cè)[M].北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2002 </p><p>　　8. 李國庭等.化工設(shè)計(jì)概論.北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2008.7 </p><p><b>　　十三 致謝</b></p>&

117、lt;p>　　本設(shè)計(jì)的選題、方案確定和論文撰寫是在我的導(dǎo)師**老師的精心指導(dǎo)下完成的。*老師嚴(yán)謹(jǐn)?shù)目蒲凶黠L(fēng)和積極進(jìn)取的敬業(yè)精神令我欽佩。而且在為人處世方面都教會(huì)了我很多東西，這都將使我終身收益。在此，我要向他表示衷心的感謝！ </p><p>　　在設(shè)計(jì)過程中，本組同學(xué)大力支持和協(xié)同努力，使設(shè)計(jì)順利進(jìn)行，在此一并表示感謝！ </p><p>　　最后，感謝所有關(guān)心，幫助和支持我的家人